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中原工学院能环学院

化工原理课程设计说明书

设计名称：5000吨填料塔乙醇连续精馏塔设计

班 级： 环境072

姓 名： 何文文 学 号： 200701144204 指导老师：杨本勇

2010年 01 月08日

设计任务书

一、设计题目

5000吨酒精连续填料精馏塔设计 二、设计任务及操作条件 1、 设计任务：

生产能力（塔顶产品） 5000 吨／年 操作周期 300 天／年

进料组成 35％ （质量分数，下同） 塔顶产品组成 ≥93％ 塔底产品组成 ≤1% 2、 操作条件

操作压力 常压 进料热状态 泡点

3、 设备型式 填料精馏塔 4、 厂 址 郑 州 地 区 三、设计内容：

(1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确定：

(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 填料层压降的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 辅助元件的设计

(10) 绘制生产工艺流程图； (11) 绘制精馏塔设计条件图；

(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 三、参考资料 1. 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 上海：华东理工

大学出版社，2005

2. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京：化学工业出版社，2001 3. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计（化工传递与单元操作

4. 5. 6. 7. 8. 9. 10.

课程设计）. 天津：天津大学出版社，2002

陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000

柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995

石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，1997

化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988

时钧，汪家鼎等. 化学工程手册，. 北京：化学工业出版社，1986

上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986

大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994

目 录

概述：

一、精馏过程简述……………………………1 二 精馏意义…………………………………1

第一部分：工艺设计

一 设计任务…………………………………………1 二 全塔物料衡算……………………………………1 （1） 确定关键组分…………………………………1 （2） 换算成摩尔百分比……………………………1 （3） 平均摩尔质量…………………………………2 （4） 全塔物料衡算…………………………………2 三 确定NT……………………………………………2 （1）相平衡曲线………………………………………3 （2）确定NT…………………………………………3 四 计算板效率ET……………………………………3 五 摩尔流率的计算…………………………………4 六 填料的选择………………………………………4 七 塔径的确定………………………………………4 八 调料层高度的确定………………………………8

第二部分

一 填料塔附件………………………………………8 二 塔道………………………………………………8 三 贮罐………………………………………………10 四 泵…………………………………………………11

第三部分

一 总体校核…………………………………………11 二 数据总汇…………………………………………12 三 心得体会………………………………………13 四 主要参考文献……………………………………13

年产5000吨填料塔乙醇连续精馏塔

设计内容：乙醇精馏流程及意义； 1流程简述：

本流程为连续精馏，采用泡点进料，原料在预热器中预热至泡点后送入精馏塔，在进料位置与塔上部回流液汇合后，流入塔底的再沸器，回流液体在填料表面与上升气体相接触，进行热质传递过程。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余作为产品流出。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2精馏意义：

乙醇作为常用溶剂广泛的应用于化工、药用行业，为了降低原料消耗和产品成本，通常设置乙醇回收装置，将使用过的或未反应的乙醇予以提浓回收，根据医药产品特点和工厂实验经验，设计乙醇连续精馏装置。

第一部分 工艺设计

一 、 设计任务：

年产量 D= 5000T/y； 原料液浓度为35%； 产品浓度为93%；

塔釜液中乙醇含量< 1%。

(以上均为质量分数)操作压力：常压；

二 、全塔物料衡算

1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：

D= 5000 T/y； WD= 93%； WF= 35%； W W< 1%；

这里取W W = 1%； 说明：（以上平均为质量分数） 分子量：乙醇 46g/mol；水18g/mol 2换算成摩尔百分比

由 XA =a A/M A/（a A/M A+ a A/M B）

XF= 0.35/46/〔(0.35/46+（1-0.35）/18〕= 0.174；

XD= 0.93/46/〔(0.93/46+（1-0.93）/18〕= 0.8387；

1

XW= 0.01/46/〔(0.01/46+（1-0.01）/18〕= 0.0039； 3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

液相：由M=A×XA+B×XB得

MF= 46×0.174+18×(1-0.174)= 22.872 g/mol; MD= 46×0.8387+18×(1-0.8387)= 41.4836 g/mol MW= 46×0.0039+18×(1-0.0.0039)= 18.1092 g/mol;

气相：由M=A×YA+B×YB得

MF= 46×0.5131+18×(1-0.5131)= 32.3668 g/mol; MD= 46×0.8387+18×(1-0.8387)= 41.4836 g/mol; MW= 46×0.02443+18×(1-0.02443)= 18.6840 g/mol;

4全塔物料衡算

每年以300个工作日计算; DM = 5000×1000/(3600×24×300)= 0.1929kg/s； D = DM×WD/46+DM×(1-WD)/18 = 0.1929×0.93/46+ 0.1929×(1- 0.93)/18 = 16.7404kmol/h； 总物料衡算 F=D+W;

乙醇组分物料衡算 FXF=DXD+W XW ; 联系上面的数据，并代入以上数据，

得： W= 65.4165kmol/h； F= 82.1569kmol/h；

三、 根据乙醇-水的汽液平衡数据做出Y-X曲线并确定理论板数NT。

1 由乙醇-水的汽液平衡数据做Y-X曲线 ; (见咐图) 利用课本第71页数据数据作图得x~y曲线

2

（注意：此图用大一些座标纸绘制，并列在说明书的附图中） 2 确定Rmin及生产用R的选择

在相平衡曲线上，过点a (XD,XD)作相平衡曲线的切线，得挟点e，在坐标纸上查得此切线的Y轴截距XD/(Rmin+1)= 0.31,解之得Rmin= 1.5346,由于R=(1.2 ∽2)Rmin,若取R= 1.5×Rmin= 2.3019,经圆整,取R= 3.

3 确定理论塔板NT

过a点作截距Y=XD/(R+1)的直线,取泡点进料,则q=1,所以q线为过点(XF,0)且垂直于X轴的一条直线,求得此二直线的交点E.连结AC.其中C点坐标为(XW ,XW)则为精馏操作线.在此坐标纸上,在操作线和相平衡线画理论板数,作图结果理论板数N=16块,其中精馏段理论板13块,第 14块板为加料板,提馏段理论板3块.

四、 全塔效率ET

由Y -X -T 图查表：

塔顶：YA= XD= 0.8387，XA = 0.8238，TD = 78.34°C； 进料：YF= 0.5131，XF = 0.1740，TF= 83.9°C； 塔釜：YW= 0.02443，XW = 0.0039，TW = 99.26°C； TM = （TW +TD）/2=（99.26+78.34）/2= 88.78°C。

在此温度下查得水和乙醇黏度：μ水= 0.319，μ醇= 0.378；

μL=μ醇×XF+μ水×（1—X F）

= 0.378×0.1740+0.319×（1—0.1740） = 0.3293 mpa/s.

3

塔顶组成的相对挥发度为： α顶= YA /YB/（XA /XB）

= 0.8387/（1-0.8387）/〔0.8238/（1-0.8238）〕= 1.1121； 加料组成的相对挥发度为 α中=YA /YB /（XA /XB）

= 0.5131/（1-0.5131）/〔0.1740/（1-0.1740）〕= 5.0026； 塔底组成的相对挥发度为 α底=YA/ YB/（XA /XB）

= 0.02443/（1-0.02443）/〔0.0039/（1-0.0039）〕= 6.3959； 平均相对挥发度为

α=（α顶α中α底）1/3=（1.1121×5.0026×6.3959）1/3= 3.21； ET= 51－32.5lg（α×μL） = 51—32.5 lg（3.21×0.3293）= 49.87% 精馏段液相摩尔流率为 L=R×D= 3×16.7404= 50.2212kmol/h; 精馏段气相摩尔流率为

V=(R+1)×D= 4×16.7404= 66.9616kmol/h; 提馏段液相摩尔流率为

L=L+qF= 50.2212+1×82.1569= 132.3781kmol/h; 提馏段气相摩尔流率为

V=V-(1- q)×F= 66.9616kmol/h;

五 、摩尔流率的计算：

六、填料的选择：

由于鲍尔环具有生产能力大，阻力低，效率高，操作弹性大等优点，故选择鲍尔环作为填料。 选取25×25mm瓷质乱堆的鲍而环，其比表面积a= 220m2/m3,空隙率ε= 0.76 m3/m3。堆积密度ρp= 505kg/ m3。填料因子Ф= 300 m-1。

七、塔径的确定：

液体密度： ①乙醇

D 塔顶：ρ1= 736.3343kg/ m3； F 塔进料：ρ1= 730.6042kg/ m3； W 塔底；ρ1= 713.9772kg/ m3；

4

②水

D 塔顶：ρ2= 972.7920kg/ m3； F 塔进料：ρ2= 969.3007kg/ m3； W 塔底；ρ2= 958.87kg/ m3； 精馏段：

①液相密度计算：由1/ρL=X1/ρ1+X2/ρ2得： 乙醇：

ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（736.3343+730.6042）/2 = 733.4692kg/m3； X均=（X1+X2）/2 =（0.35+0.93）/2 = 0.； 水：

ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（972.7920+969.3007）/2 = 971.04kg/ m3； X均=（X1+X2）/2 =（0.65+0.07）/2 = 0.36；

1/ρL= 0.0/733.4692+0.36/971.04 ρL＝ 804.312kg/ m3； ②气相：

平均摩尔质量为：M均=（32.3668+41.4836）/2

= 36.9252 g/mol；

T均=（78.34+83.9）/2= 81.12；

由 PV= NRT= (m/M)RT得

v= PM/RT

= 101.325×36.9252/〔 8.314×（273.15+81.12）〕 = 1.2703kg/ m3；

③液相质量流量：

WL = L×ｘ×46+ L×（1-ｘ）×18 = 3×16.7404×0.49×46+3×16.7404×（1-0.49）×18 =1605.5316kg/ h；

其中 ｘ=(0.1740+0.8238)/2=0.49

WV = V×Y×46+ V×（1-Y）×18 = 4×16.7404×0.6759×46+ 4×16.7404×（1-0.6759）×18 = 2472.5704kg/ h；

其中 Y= (0.8387+0.5131)/2=0.6759； ④（WL/ WV）（v/L）0.5

=（1605.5316/ 2472.5704）（1.2703/804.312）0.5

= 0.02581

5

⑤由填料塔泛点和压降的通用关联图查得

u2фψvμ

0.2

L/（g×ρL）= 0.23

其中μL= 0.3293mpa/s；Ф= 300；

ψ =ρ水/ρ醇

=（972.7920+969.3007）/（736.3343+730.6042） = 1.3239；

ρV/ρL= 1.2703/804.312= 0.001579； 解之得泛点气速为： ｕF= 2.1196m/s;

一般空塔气速为泛点气速得（0.5～0.8）倍，这里取50%，则设计气速为：ｕ=ｕF×0.5= 2.1196×0.5= 1.0598m/s;

气体的体积流量

Vs = WV/(3600×ρV)= 2472.5704/(3600×1.2703)= 0.07m3/s; D=[4×Vs/(π×ｕ)]0.5= [4×0.07/(3.14×1.0598)]0.5= 0.8062m; ⑥精馏段压降： 在设计气速下：

u2фψρVμL0.2/（g×ρL） = 1.05982×300×1.2703×1.3239×0.32930.2/（9.81×804.312） = 0.05751

以0.05751为纵坐标，以0.02581为横坐标的点落在填料ΔΡ=350Pa，即此时每米填料层的压降为350Pa。 提馏段：

①液相：由1/ρL=X1/ρ1+X2/ρ2得： 乙醇：ρ均 =（ρ1+ρ2）/2

=（730.6042+713.9772）/2 = 722.2907kg/ m3；

X均=（X1+X2）/2 =（0.35+0.01）/2 = 0.18； 水： ρ均 =（ρ1+ρ2）/2 =（969.3007+958.87）/2 = 9.08kg/m3；

X均 =（X1+X2）/2 =（0.65+0.99）/2 = 0.82； 1/ρL= 0.18/722.2907+0.82/9.08 ρL= 909.2973kg/m3；

②气相： M均 =（18.6840+32.3668）/2= 25.52 g/mol； T均 =（83.9+99.26）/2= 91.58；

由 PV=nRT=(m/M)RT

6

得：v=PM/RT

=101.325×25.52/〔 8.314×（273.15+91.58）〕 =0.8530 kg/ m3；

③ WL= L×ｘ×46+ L×（1-ｘ）×18

= 132.3781×0.085×46+ 132.3781×（1-0.085）×18 = 2712.5067 kg/ h；

其中：ｘ= (0.1740+0.0039)/2= 0.085

WV =V×Y×46+ V×(1-Y)×18 = 66.9616×0.2688×46+ 66.9616×（1-0.2688）×18 = 1709.2886 kg/ h；

其中 ：Y= (0.02443+0.5131)/2= 0.2688 ④ （WL/ WV）（ρV/ρL）0.5

=（2712.5067/ 1709.2886）(0.8530/909.2973）0.5 = 0.04860

⑤由填料塔泛点和压降的通用关联图查得

u2фψρVμL0.2/（g×ρL）= 0.18 其中：ｕL= 0.3293mpa/s；

ψ=ρ水/ρ醇= 9.08/722.2907= 1.3348； Ф= 300；ρV/ρL=0.8530/909.2973= 0.0009381； 解之得：ｕF= 2.4228m/s;

一般空塔气速为泛点气速得（0.5～0.8）倍，这里取50%，则设计气速为：ｕ=ｕF×0.5=2.4228×0.5= 1.2114 m/s;

气体的体积流量Vs= WV/(3600×ρV)

= 1709.2886/(3600×0.8530) = 0.5566m3/s;

D=[4×Vs/(π×ｕ)]0.5= [4×0.5566/(3.14×1.2114)]0.5= 0.7651m;

⑥精馏段压降：

在设计气速下

u2фψρVμL0.2/（g×ρL） =1.21142×300×1.3348×0.8530×0.32930.2/（9.81×909.2973） =0.04500；

以0.04500为纵坐标，以0.04860为横坐标的点落在填料ΔΡ=300Pa;

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总结：取较大塔径作为填料的内径D=0.8062m，圆整后为D=1.0 m；

八、 填料塔填料层高度的确定：

填料层高度计算采用理论板当量高度法 填料层高度为 H=NT×HETP ； HETP－等板高度（即分离效果相当于一块理论板的填料层高度）；

采用工业设备等板高度经验数据，25mm鲍尔环的等板高度一般为0.4～0.45，这里取0.4；

H= NT×0.4 =16×0.4=6.4m；

第二部分 辅助设计

一、填料塔的附属元件设计：

1、填料支承装置：

填料塔在塔内无论是乱堆或整砌均需要放在支承装置上，支承装置要有足够的机械强度，才能承装置的自由截面积应大于填料层的截面积，否则流速增大时，将首先在支承处出现液泛现象。本系列采用驼峰式支承装置。

驼峰式支承装置为单体组合式结构，它是目前最好的散装填料支承装置，没个单元体的尺寸为：宽： 290mm；高： 300mm；

能从人孔送入塔中。单元体在塔中放置由凸台为边距，间隙10 mm，以使液体自由流下。 2、液体再分布器：

液体在填料内的均匀分布非常重要，它直接影响填料表面的有效利用率，如果特体分布不均，填料表面不能充分润湿，塔的效率就会下降，为此，必须在塔顶设置液体分布器，向填料层上面提供良好的液体出事分布，以保证有足够的分布均匀的喷淋点。

本设计选用分体盘式液体再分布器。

气相通过升气管进入上段填料段，从上层填料下来的液体则完全被收集，进而从盘底小孔分布到下层填料中，升气管一般高200 mm，升气管上沿与挡夜板间距50 mm左右，升气管直径为100～ 150，每排升气管间应设置液孔，分体盘式液体灾分布器，适用于不易堵塞的物料。

8

3、喷头：选用莲蓬式喷头

二、管道设计：

1、进料管：

因为进料的性质与水相近，属低黏度液体，一般流速ｕ取1.5～3.0 m/s，这里取 ｕ=2 m/s，

在83.9°C 时 ： 1/ρL= 0.35/730.6042+0.65/969.3007

故 ： ρL= 869.836kg/ m3

F= 82.1569kmol/h；MF= 22.872kg/mol; VF= F×MF/(3600×ρL) = 82.1569×22.872/(3600×869.836) = 6.00×10-4m3/S;

d= [4×VF/(π×ｕ)]0.5 = [4×6.00×10-4/(3.14×2)]0.5= 19.5 mm20.0mm

故选取黄铜管径Ф22×1.0mm； 校核：ｕ=4×VF/(π×d2)= 4×6.00×10-4/(3.14×0.0202)= 1.911 m/s; 2、塔顶蒸汽出口管径：

常压气体流速ｕ取 10～20 m/s;此处取19m/s;

V= 66.9616kmol/h;

v= P MD /RT

= 101.325×41.4836/〔 8.314×（273.15+78.34）〕 = 1.438kg/m3 MD = 41.4836

Vv = V×MD/(3600×v)

d= [4×Vv/(π×ｕ)]0.5

= [4×66.9616×41.4836/(3.14×19×3600×1.438)]0.5 = 0.17m190mm； 故选取黄铜管径Ф200×3.0mm； 校核：ｕ= 4×Vv /(π×d2)

= 4×66.9616×41.4836/(3.14×1.438×3600×0.1942) = 18.16m/s;

3、回流液： 在78.34°C时： 1/ρL=0.93/736.3343+0.07/972.7920

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故ρL＝749.080kg/ m3；

一般液体流速ｕ取1.5～3.0 m/s，这里取 ｕ=2 m/s ， VL= L×MD/(3600×ρL) = 50.2212×41.4836/(3600×749.080) =7.72×10-4m3/S; d =[4×VL/(π×ｕ)]0.5 =[4×7.72×10-4/(3.14×2)]0.5= 22.19mm23mm； 故选取黄铜管径Ф25×1.0mm； 校核：ｕ= 4×VL/(π×d2)= 4×7.72×10-4/(3.14×0.0232)= 1.86m/s; 4、再沸器气体接管：

在99.26°C时：

v=P MW /RT

=101.325×18.6840/〔 8.314×（273.15+99.26）〕

= 0.6114kg/m3

一般流速ｕ取40～60 m/s，这里取 ｕ= 50 m/s， VW= V×MW /(3600×v)=66.9616×18.6840/(3600×0.6114)= 0.5684 m/s; d= [4×VW/(π×ｕ)]0.5= [4×0.5684/(3.14×50)]0.5= 120 .34mm121mm； 故选取黄铜管径Ф126×2.5 mm； 校核：ｕ=4×VW/(π×d2)= 4×0.5684/(3.14×0.1212)= 49.46m/s;

三、贮罐选择：

原料液及产品储液：在常温25℃时：

ρ醇=785.3863 kg/ m3 ρ水 =997.0034 kg/ m3 ① 原料液每天储藏量：F=82.1569Kmol/h m=F×MF×24= 82.1569×22.872×24= 45098.22kg/day;

1/ρL= 0.35/785.3863+0.65/997.0034 故： ρL = 911.0840kg/ m3

V= m/ρL= 45098.22/911.0840= 49.50m3/day;

产品每天储量：D=16.7404Kmol/h；

1/ρL = 0.93/785.3863+0.07/997.0034 故： ρL = 797.2318kg/ m3；

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V= D×MD×24/ρL =16.7404×41.4836×24/797.2318

3

= 20.91m/day;

四、泵的选型：

选择：因为F=82.1569kmol/h MF= 22.872 g/mol

ρL = 911.0840kg/ m3

流量V=F×MF /ρL =82.1569×22.872/911.0840=2.0625 m3/h 理论扬程H=2.5×1.5=3.75 m

所以选择IS50-32-125型:流量V=3.75m3/h; 扬程 H= 5m；η=%； 轴功率 0.16 ； 电机功率 0.55； 必须气蚀余量 2.0； 质量（泵/底座）32/38；

第三部分

一、总体校核：

1、填料塔的操作范围的校核：

由埃克特关于金属鲍尔环填料得到的实验曲线可以看出，填料塔的操作状况在B区，气体速度增加，液膜湍动促进传质，等板高度较小，当气速接近于泛点时，两相交互作用剧烈，传质效果最佳，等板高度最小。

该B区要求空塔气速在0.68～1.95之间，在本设计中，由上述计算得出，空塔气速取较大的提馏段空塔气速ｕ=1.2114m/s，在B区范围内。故该填料塔位于正常操作范围内。 2、板压降的校核：

（1）精馏段 P=350Pa<700Pa,所以符合要求。 （2）提馏段 P=300Pa<700Pa,所以符合要求。 3、全塔校核：

ET=49.87%>40%,所以符合.

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二、数据总汇 数据总汇表 液体 进料液 产品液 残液 质量分数 摩尔分数 摩尔流量(Kmol/h) 平均分子量(液体) g/mol 22.872 平均分子量(气体) g/mol 32.3668 温度℃ 35% 0.174 82.1569 83.9 93% 0.8387 16.7404 41.4836 41.4836 78.34 1% 0.0039 65.4166 18.1092 18.6840 99.26 回流比 理论板 板效率 精馏段 提馏段 位置 相对挥发度 塔顶 1.1121 进料 5.0026 塔釜 6.3959 R＝3 ＮＴ＝１6（块）第十四块为加料板 ET＝49.87％ L＝50.2212Kmol/h V=66.9616Kmol/h L＝132.3781Kmol/h V=66.9616Kmol/h 12

三、 心得体会

本次两周的课程设计给了我更多的知识，初步学会如何去设计一个工业生产流程。

刚开始的时候很迷茫，不知道如何能够设计好，一想起那么多复杂繁多的工艺因素都感觉很混乱，由于缺乏以前对课程设计的认识和了解，当老师发下来资料的时候我们就一味地按照资料上的要求去做，但在后来的计算过程中我们发现了很多问题，资料上很多知识点都是错误的，公式有时候根本就不对，很多东西是需要我们摸索的，设计就是一个思维全面调度的过程，只有我们最大的挖掘潜在的知识我们才能设计出优秀的作品。

团队合作的力量得到了最大的诠释，在课设过程中，我们一起商量具体的运算过程，有时候自己一个人觉得某些地方不理解的时候，几个人在一起的讨论会使思维豁然开朗，大家通力合作，计算画图等工作有次序的展开。课设教给我如何去试着和同学一起完成一项任务，并如何在整个过程中是自己一直处在学习状态。

在课设过程中强化课本所学知识，并认识到课本基本原理在实践环节过程中所要考虑的种种复杂的因素，实践不仅是原理的重现，而且需要考虑到现实综合因素的最优选择，是各个方面的结合之后的最优化，以前一直对课本知识很困惑，总以为现在学的知识在社会上很难运用，通过课设才知道课本给了我们最基本的基础，也就是入门课程，但是如果没有这个基础，我们就没有该方面的知识框架。

虽然只有两周，却给了我们合作的机会，并对课本知识进一步升华，概述专业课的应用与发展，为我们以后的学习指明方向 四、主要参考文献：

1. 陈英南，刘玉兰《常用化工单元设备的设计》 上海：华东理工大学出版社，2005

2. 黄璐，王保国《化工设计》 北京：化学工业出版社，2001 3. 贾绍义，柴诚敬 《化工原理课程设计》（化工传递与单元操作课程设计）.

4. 陈敏恒，丛德兹等《化工原理》 (上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000

5. 柴诚敬，刘国维，李阿娜《化工原理课程设计》天津：天津科学技术出版社，1995

6. 石油化学工业规划设计院《塔的工艺计算》北京：石油化学工

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7. 业出版社，1997

8. 化工设备技术全书编辑委员会《化工设备全书—塔设备设计》上海：上海科学技术出版社，1988 9. 时钧，汪家鼎等《化学工程手册》北京：化学工业出版社，1986 10. 上海医药设计院《化工工艺设计手册》 (上、下) 北京：化学工业出版社，1986

11. 大连理工大学化工原理教研室《化工原理课程设计》大连：大连理工大学出版社，1994

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